折流板分离器（精选4篇）
折流板分离器 篇1
摘要：采用正交实验设计法, 用数值模拟计算代替实验, 研究了折流板分离器的尺寸因素及非尺寸因素对分离效率的影响。采用SST k-ω模型描述分离过程的湍流流动, 通过离散相模型模拟气液两相的作用, 同时考虑离散相液滴的聚结与破碎过程, 以上方法通过与相关文献对比进行了验证。研究结果表明, 折流板的角度和间距对分离效率的影响非常显著, 在一定范围内, 角度和间距越小, 分离效率越高;折流板的流速越高, 分离效率越高, 尤其是折流板角度和间距较大时, 增加流速的效果非常明显, 但过大的流速容易导致液滴破碎, 从而增加分离难度, 所以能够采取其他手段提高分离效率时, 尽可能不采取提高流速的方法。此外, 粒径对折流板分离器分离效率的影响最为显著, 当粒径大于20μm时, 分离效率接近100%, 所以折流板的优化仅在粒径较小时有意义。
关键词：折流板分离器,分离效率,正交分析,聚结,破碎
折流板分离器广泛应用于石油、化工等过程工业, 用来除去气体中夹带的微小液滴。折流板分离器依靠惯性原理进行分离, 该分离器由一系列平行的、曲折的狭窄通道组成。当夹带液滴的气流以一定的速度通过折流板通道时, 流体流动方向在弯曲的通道中不断发生急剧变化, 而液滴由于具有较大惯性, 依旧保持原有运动方向, 从主体气流中脱离, 撞击折流板壁面而被捕集, 气体则能顺利通过折板通道排出[1]。被捕集的液滴在壁面聚结成大液滴, 逐渐形成液膜, 最后在重力的作用下从折流板分离。折流板分离器的多级曲折流道增加了液滴被捕集的机会, 未被除去的液滴在下一个转弯处经过相同的作用而被捕集。
折流板包括很多形状, 如正弦式、三段式、锯齿式以及带钩式, 由于三段式折流板的阻力小于其他形式的折流板, 所以应用范围较广。三段式折流板的形状尺寸包括:角度 (α) 、波长 (λ) 、直段长度 (B) 、间距 (S) 等, 而非尺寸因素包括:流速 (v) 、液滴粒径 (D) 、以及液滴含量 (c) , 三段式折流板一个通道如图1所示。
为了研究折流板分离器分离效率与各尺寸因素和非尺寸因素的关系, 需要对可能影响分离效率的结构因素即角度、波长、直段长度和间距以及非尺寸因素流速、粒径和液滴含量等参数及这些参数的各种组合进行研究, 分析各因素对分离效率的影响程度并进行优化设计。Wilkinson[2]通过理论计算对折流板进行了优化设计, B.Zamora[3]等对比了不同形式折流板的分离效率。Banitabaei[4]以压降为指标对折流板分离器进行了优化设计, 文献[5,6]采用响应面分析法[7]对折流板分离器进行了优化设计, Kavousi[8]采用响应面分析法对带钩折流板的集液钩尺寸进行了优化设计。但以上研究中均假设粒径在整个分离过程中不变化。事实上由于液滴的碰撞, 液滴难免会聚结成大液滴或破碎为小液滴, 聚结过程提高了分离效率, 而破碎过程降低了分离效率。此外, 响应面分析法给出了目标函数和影响因子之间的函数关系, 但并非所有的因素都与目标函数之间存在明显的函数关系, 因此采用正交实验方法研究分离效率与其影响因素的关系。在因素分析实验设计中, 把判断实验效果优劣所采用的标准称为实验指标, 如分离效率 (η) ;把有可能影响实验指标的条件, 称作因素[9], 如以上提到的4个结构尺寸因素以及3个非尺寸因素。
1 模型描述
1.1 数学模型描述
由于折流板分离器流道尺寸很窄, 湍流程度不强烈, 与k-ε模型相比, SST k-ω模型适合低雷诺数的流动, 折流板分离器间距较小, 湍流程度不大, 采用SST k-ω模型描述其湍流情况。在Venkatesan[10]的研究中也得到:湍流度较大时, 折流板中k-ε模型的模拟结果与实验结果最为接近, 但在流道尺寸稍窄处, SST k-ω模型与实验结果吻合较好。
折流板分离器中, 液相非常稀薄, 可采用离散相模型模拟离散相与连续相的作用过程。通过积分拉氏坐标系下的颗粒作用力微分方程来求解离散相液滴的轨迹。液滴的作用力平衡方程在笛卡儿坐标系下可表示为:
式中:u和ρ分别为连续相的速度与密度;up和ρp分别为离散相的速度与密度;F为附加力, 包括视质量力、压力梯度力、热泳力、布朗力、升力。当ρp/ρ>>1时, 视质量力与压力梯度力之和忽略不计。而根据Rafee[11]的研究, 在折流板分离器中, 热泳力、布朗力、升力均可忽略, 因此研究中不考虑F的影响。
对离散相的跟踪过程考虑了湍流扩散, Fluent使用了离散随机游走模型[12]。该模型中, 假定流体的脉动速度是关于时间的分段常量函数, 不同的时间尺度常数取值会对结果有一定影响。Estakhrsar[13]的研究中证实了时间尺度常数取0.15时计算结果与实验结果较为接近。
而液滴间的碰撞或液滴与折流板的碰撞所导致的粒径变化也将影响其分离效率。通过与文献[14]]Ghetti的实验结果对比结果表明, 考虑液滴聚结与破碎时数值模拟结果与实验结果更为接近。因此研究中采用液滴聚结与破碎模型对折流板分离器进行优化设计。
1.2 分离效率定义
分离效率的定义如下:
式中:Cin为进口离散相浓度, kg/m3;Cout为出口离散相浓度, kg/m3。
2 研究方法
2.1 几何模型的建立
折流板分离器是由一系列相互平行的曲折流道组成, 是一种周期性结构, 各流道结构相同, 因此只需建立单通道模型。对三段式折流板 (也称TP板) 进行优化设计, 重点研究其惯性分离过程, 由于流速较高, 重力的影响可忽略不计, 只需建立二维模型。折流板总长 (L) 为200mm (图1) , 其余尺寸参照表1和表2。建立的折流板模型如图2, 对模型进行网格划分, 通过加密网格, 比较2次的计算结果进行网格密度的验证, 最终得到了合适的网格密度。图2右上角为折流板网格局部放大图, 壁面处设置4层边界层, 首层边界层距壁面0.1mm, 边界层尺寸增量系数为1.2, 边界层与其他网格间的过渡见图2。近壁面区网格划分是否合理可以通过y+来衡量, 对于SST k-ω模型, y+的值在1~3之间较为合理, 当y+大于该值时, 通过调整网格密度, 最终可以得到合适的y+值。
2.2 边界条件
以水为离散相时, 由于其表面张力较大, 分离过程中表现为液滴的聚结, 破碎不明显;以油为离散相时, 而油的表面张力比水小得多, 因此液滴间的碰撞或液滴与折流板的碰撞所导致的液滴聚结与破碎更为明显。
综合考虑到模拟计算量和计算精度等因素, 在误差允许范围内对模型作如下假设: (1) 通道内气速与声速相比很低, 且压力变化 (Δp/p) 较小, 可将气相视为不可压缩气体; (2) 气相运动为定常流; (3) 温度为常数; (4) 将液滴视为球形。
折流板边界条件设置见图2, 进口为速度边界条件, 给定流体速度 (表1) , 同时离散相液滴从进口均匀喷入, 其喷入速度与气体流速相等, 以此模拟实际分离器中气体携带液滴进入折流板的过程。出口给定压力边界 (常压) 。分离过程中, 温度变化不大, 可以不计算能量方程。折流板处设置为壁面, 计算中假设离散相液滴碰到壁面即被捕捉, 液滴在此处终止计算。液滴到达折流板出口时, 即认为逃逸。最后出口中的离散相含量即为未被分离的液滴。
2.3 正交设计
针对折流板的尺寸因素即角度 (α) 、波长 (λ) 、直段长度 (B) 和间距 (S) 以及非尺寸因素流速 (v) 、粒径 (D) 和离散相含量 (c) 等参数及其交互作用进行分析, 用13因素3水平点线图进行表头设计, 各因素3个水平的取值见表1, 各列的安排见表2。初次的正交分析结果表明粒径的影响非常显著。当粒径为20μm时, 分离效率基本为100%, 而且由于分离效率与其他物理量不同, 分离效率不能无限增加, 而是存在极限值, 以至于粒径的影响掩盖了其他因素的作用, 所以第二次优化不考虑粒径的影响, 取粒径的2水平 (10μm) 进行分析。此外, 研究发现离散相含量 (c) 和波长 (λ) 的影响不显著, 因此以下研究不考虑二者的影响, 取离散相含量为5% (2水平) , 波长为60mm (1水平) 。重新设计正交分析表 (表3) , 正交表安排完各因素所剩的空白列可安排为误差项, 表中e为误差项。除波长、粒径和离散相含量外, 表3中各水平的取值与表1相同, η为各因素在每种参数组合下的分离效率计算值。
表3中T1、T2和T3分别为各因素1水平、2水平和3水平下分离效率η之和;∑Ti2=T12+T22+T32;f为每列的自由度, 对于正交表, 每列的自由度为水平数减1, 交互作用的自由度等于两列自由度之积。平方和的计算见公式 (3) 。
其中G可以表示为:
3 结果和讨论
3.1 因素分析结果
图3为表3中11号参数组合流道中离散相浓度分布, 可以看出, 折流板转角处的离散相浓度较高, 由于惯性作用, 大多数液滴在第一级折流板处即被分离掉。从图4的离散相液滴轨迹可以看出, 单一粒径 (10μm) 的液滴经过折流板后最大粒径已达212μm, 最小粒径则为1.84μm, 可见液滴既发生了聚结, 也发生了破碎。粒径少量破碎后的小液滴从出口逃逸, 为计算分离效率, 提取出口离散相浓度数值, 通过公式 (2) 计算其分离效率。
为分析每个因素的作用结果及显著程度, 需进行方差分析。计算方差时, 两列为同一因素时, 合并其平方和及自由度, 方差分析的计算结果见表4。至于将哪几项合并做误差项, 既要考察检验的显著性, 又不要因合并太多而失去实验信息[15], 选取3个空白列做误差, 同时, 由于直段长度的平方和也与误差项相当, 因此直段长度也应合并做误差。
当分析其显著性时, 可遵循如下规则:方差值大于F0.01时, 因素的影响为高度显著;方差值小于F0.01且大于F0.05时, 因素的影响为显著;方差值小于F0.05且大于F0.10时, 因素的影响为较显著;方差值小于F0.10时, 因素的影响为不显著。合并了4项作为误差项, 所以其自由度为8, 查F分布表, 得到F临界值:F0.01 (2, 8) =8.65;F0.05 (2, 8) =4.46;F0.10 (2, 8) =3.11;F0.01 (4, 8) =7.01;F0.05 (4, 8) =3.84;F0.10 (4, 8) =2.81。
3.2 最优方案确定
从表4的方差分析表可以看出:折流板的角度α、间距S以及交互项α×S对分离效率η的影响高度显著;流速v对分离效率η的影响显著;角度α与流速v的交互项, 以及间距S与流速v的交互项对分离效率η的影响不显著;直段长度的影响更为微弱, 已合并为误差项。
根据方差分析结果, 角度α和间距S取1水平时, 分离效率最高, 二者交互作用的影响也高度显著, 二元分析 (表5) 的结果同样表明二者均取1水平是最优值。在表5中, α1行S1列为表3中α和S均取1时分离效率η的平均值, 其计算方法见公式 (5) , 其他相同。
由表3, 速度取3水平 (6.4m/s) 时分离效率最高, 文献[16]的研究中曾得到流速为3.2m/s对应的分离效率最高的结论, 但该研究是在折流板为特定角度和间距下进行的。表6和表7分别为角度α与流速v、以及间距S与流速v的交互作用二元分析表, 尽管两交互作用对分离效率η的影响不显著, 但仍可研究相互作用的规律。根据表6和表7, 在角度较小和间距较小时, 速度取2水平和3水平时分离效率相差不大, 并且的确有速度的2水平优于3水平的情况存在;当角度α和间距S较大 (取3水平) 时, 尤其是二者同时取3水平时, 速度增加对分离效率的影响十分显著。对比表3中的25、26和27号组合可看出此时增加流速会大大提高分离效率。
通过以上分析, 角度α和间距S取1水平, 流速v取2水平或3水平时, 分离效率最高, 但由于分离过程中, 存在液滴的聚结与破碎效应。根据文献[[17]的研究结果, 液滴的破碎准数 (韦伯数We) 与速度的平方成正比, 流速越大, 液滴越容易破碎。因此在两水平相差不多时, 取较小的速度比较安全。由此确定角度α=74°、间距S=10mm、流速v=3.2m/s为最优组合。考虑到减小间距时阻力的增加, 其间距不宜进一步降低, 可以认为10mm是最优值。而角度α的1水平为74°, 是否为最优值仍有待进一步检验。增加角度为58°和42°时的工况进行对比研究 (流速为3.2m/s, 间距为10mm) , 不同角度时分离效率对比如图5。分离器夹角从106°减小到58°过程中, 分离效率逐渐增加, 而角度从58°减小为42°时, 分离效率略有下降 (表现在小数点后第三位) , 因此折流板分离器的最佳角度在60°左右。为冲压方便, 工程上采用90°折流板也较多。
4 结论
分离是石油、化工等行业经常面对的问题, 与化学分离方法相比, 物理方法工艺过程简单, 不会造成二次污染。重力分离和惯性分离是物理分离中常用的方法。折流板分离器基于惯性原理进行分离。折流板分离器的尺寸因素以及分离过程的非尺寸参数均会对分离器的分离效果造成影响, 采用正交分析方法对三段式折流板进行了因素分析及优化设计。得到以下结论:
1) 粒径对分离效率的影响非常显著, 但当粒径大于20μm后, 分离效率基本达到100%, 不再随粒径的增加而改变。
2) 折流板角度和间距对分离效率的影响也非常显著, 折流板间距越小, 分离效率越高。但为了减小阻力, 其间距不宜小于10mm。三段式折流板分离器的最佳角度约为60°。
3) 考虑到液滴的破碎, 流速不宜过大, 在达到要求的前提下, 尽可能取较小流速。
折流板分离器 篇2
厌氧折流板反应器(Anaerobic Baffled Reactor)简称ABR,是20世纪80年代由Ma Carty开发的一种新型厌氧反应器。其结构特点是:反应器被垂直设置的挡板分割成几个格室,废水逐级经过各格室,类似于多个UASB串联。与其它厌氧反应器相比,具有污泥沉降性能好,抗冲击负荷能力强,对毒物适应性强等优点,并且结构简单、无需三相分离器,造价低,无污泥堵塞,运行管理方便[1]。
本试验对ABR反应器的启动过程进行研究。考察了整个启动过程中COD去除率、pH及挥发性脂肪酸(VFA)及碱度的变化情况,并对启动后污泥的特征和反应器生物相进行了分析。
2 材料与方法
2.1 试验装置
该厌氧折流板反应器由8mm厚的有机玻璃制成,反应器分为六格室,每一格室又由上、下流室组成,上向流室与下向流室宽度比为3∶1,通往上流室的挡板下部边缘有45°倾角的导流板布水,便于将水送至上流室的中心,使泥水充分混合以维持较高的污泥浓度。每格室侧壁上部设有污水取样口,用于取样监测污水水质;每格室侧壁下部设有污泥取样口,用于取样监测污泥;每格室顶部设有排气孔,整个试验中温度由恒温水浴锅进行控制。反应器长×宽×高为:524 mm×170 mm×460 mm,有效容积为20 L。
2.2 试验用水水质
试验用水为人工配制葡萄糖废水,浓度为872～3520 mg/L,COD∶N∶P=250∶5∶1,并投加适量微量元素Zn2+、Mn2+、Co2+、Ni2+等。
2.3 接种污泥
接种污泥取自西安第四污水处理厂二沉池,污泥体积约为反应器有效容积的1/3。此时,VSS/TSS=0.287左右。将此污泥在35℃的恒温培养箱,培养两周后,投入反应器接种,接种污泥量为7.5 L。
2.4 分析方法
COD采用标准重铬酸钾法;VSS和TSS采用重量法;VFA用直接蒸馏法;碱度用溴甲酚绿-甲基红;温度用普通水银温度计,进水浓度为800、1000、1500、2000、2500、3000、3500 mg/L。连续运行69 d,考察每个格室的厌氧污泥、pH值、COD、VFA、碱度等指标。
3 结果与讨论
3.1 ABR反应器的启动
试验自2009年11月15日开始,启动采用的控布参数如下:温度控制为25～32℃。进水采用人工配置的葡萄糖废水,投加Na HCO3补充碱度。在启动前期,碱度按COD∶碱度=2/3投入,后期按COD∶碱度=1.5/3投入。此外,按照COD∶N∶P=250∶5∶1,投加一定量的NH4CI作为氮源、KH2PO4作为磷源,及Fe、Co、Ni、Zn、Mn等矿物源和微量元素。
反应器的启动分为高负荷启动和低负荷启动,本实验采用低负荷启动的方式进行。启动阶段,采用固定水力停留时间为24h,不断提升有机负荷的方法,开始进水COD为824 mg/L,启动有机负荷为0.824 kg COD/m3d。当COD去除率达到80.5%左右时,改变进水浓度,逐渐增加负荷。最初几天,因为进水对污泥的淘洗,使得出水的悬浮物浓度较高,COD去除率很低,只有46.5%左右,并有污泥上浮现象产生。经过大概三周的培养,反应器产气量明显增加,COD去除率达到84.2%左右。从第32～55天将COD负荷增加到2.107～3.08 kg COD/m3d,经过一周的运行,COD去除率达到92.4%以上。第56天将负荷调至3.5 kg COD/m3d,经过7 d的运行,进水浓度达到3520 mg/L左右,COD去除率达到93.3%左右,并且运行稳定,ABR启动成功。
3.2 ABR启动过程中COD的变化
3.2.1 ABR对COD去除率
启动过程经过了三个阶段。第一阶段保持水力停留时间在24 h左右,逐步将进水浓度800mg/L提高到1500 mg/L左右,主要考察进水浓度对反应器运行性能的影响。第二阶段保持进水浓度为2000 mg/L提升到3000mg/L,平均有机负荷为2.15～2.99 kg COD/m3d。第三阶段主要考察反应器抗有机冲击的性能。将ABR进水的浓度由3000 mg/L提升到3520 mg/L左右。
在反应的启动前期去除率比较低,在59.2%左右,此时的容积负荷为0.824 kg COD/(m3d)。随着运行时间的增加,微生物逐渐适应了反应器的环境被驯化,COD去除率一直上升,当反应器的容积负荷增加到1.168 kg COD/(m3d)时,COD去除率达到了80.5%,继续增加负荷到1.776 kg COD/(m3d)时,COD去除率达到最高值为84.2%,当容积负荷从1.772 kg COD/(m3d)上升到2.107 kg COD/(m3d)时,COD去除率下降到了83.3%,降幅为0.9%。继续增大负荷值到2.24 kg COD/(m3d),COD去除率下降到80.5%,降幅为2.8%。在提升COD负荷为2.40 kg COD/(m3d)继而到3.52kgCOD/(m3d),开始都由于负荷过高而使得去除率下降,但是经过10多天的培养驯化后去除率可稳定在93.3%。
出现以上情况的原因:刚开始微生物的处理效率并不很高,是由于此时微生物还未适应反应器的环境,随着运行时间的增加微生物逐渐被驯化,COD去除率呈上升趋势。在此过程中COD去除率的变化如图2所示,其中系列1:VLR=3.30;系列2:VLR=2.53;系列3:VLR=1.47;系列4:VLR=0.82。
由图2可见,在改变负荷时,1、2号格室承受着原水波动的冲击最大,因而COD变化也较大,它们对COD的降解起着主导作用,随着格室的推移,它们对COD的降解基本趋于稳定,反应器总的去除率基本保持在82%～93.3%,有机负荷与去除负荷成正比,这与Akuna的研究一致[2],表明ABR具有较强的耐冲击负荷能力。
3.2.2 ABR启动过程中pH变化
pH值是反应器启动成功与否的重要判据之一,特别是甲烷菌对PH较为敏感,产甲烷菌最佳活性的pH范围为6.8～7.2,因此需要每天对pH进行监测。在进水中加入一定量的Na HCO3保持适当的pH值缓冲能力,用以防止VFA积累引起酸化。ABR启动过程中的pH变化曲线如图3所示,其中系列1:VLR=0.82;系列2:VLR=1.47;系列3:VLR=2.53;系列4:VLR=3.30。
由图3可以看出:pH值变化在初期略有异常(偏低),但经一段时间后恢复正常。这是因为在反应初期,酸化菌与产甲烷菌未能实现协调生长。酸化菌的世代周期短、繁殖快,所以初期反应器pH值总体偏低。经历一段时间后,产甲烷菌达到一定的数量,对有机酸的分解作用,以及碱度的中和作用,与产酸菌分解有机物的作用达到同步,系统的pH值就达到了正常状态。
进水pH随着流程的后移,pH逐渐升高,出水达到最大为7.14。原因如下:第一、二隔室内主要发生水解酸化作用,基质首先由不溶性大分子转化为可溶性小分子,然后被产酸菌进一步降解,主要产物为低分子脂肪酸,如乙酸、丙酸、丁酸等。由于此阶段产酸进行得很快,致使基质pH值迅速下降。此后,由于有机酸和溶解的含氮化合物进一步分解为氨、胺、碳酸盐和少量的CO2、CH4和H2,使氨态氮浓度升高,氧化还原电位降低,进而pH值上升。
图3中还可以看出:第1、2隔室pH值基本上保持在6.2～6.58这个范围内,而3、4格室基本上接近中性,5、6隔室pH基本在中性偏碱范围内。每次负荷提升阶段初期,由于冲击负荷较大,会在短时间内造成VFA的积累而使PH较低。第1格室pH值都低于6.5,为了不至于对甲烷菌产生抑制作用,及时用Na HCO3增加进水碱度。可以看见系统逐渐恢复正常。
3.2.3 ABR启动过程中VFA变化
根据厌氧消化理论知道,废水中的有机物进入厌氧反应器后在微生物的作用下经过水解发酵、产氢产乙酸和产甲烷三个阶段之后被降解。在ABR反应器这种多格室结构中,前段的格室承受的有机负荷远高于反应器的平均负荷,营养成分丰富而充足,产酸菌代谢非常活跃,产生的代谢产物中含有大量的有机酸,在后面的隔室中不断进行着产甲烷过程,将这些发酵产物降解。即沿着反应器内废水流动的方向,产生的有机酸被不断降解,反映在测得的各隔室出水VAF指标会不断降低。如图4所示,其中系列1:VLR=3.30;系列2:VLR=2.53;系列3:VLR=1.47,系列4:VLR=0.82。
由图4可以看出,随着水流的推移,从1到6号格室的VAF值逐渐减少,更清楚地反映了ABR反应器产酸相和产甲烷相的分离现象。
3.2.3 ABR启动过程中碱度变化
ABR启动过程中碱度变化如图5,其中系列1:VLR=3.30;系列2:VLR=2.53;系列3:VLR=1.47;系列4:VLR=0.82。
从图5可以看出,碱度沿程逐渐增加,同时比较VFA、pH的变化图可知碱度的变化趋势与pH一致,与VFA相反,碱度的最高点出现在VFA的最低点,从而不难得出,有机物的酸化过程是消耗碱度的过程,而产甲烷的过程是恢复碱度的过程。
但是对于一个运行良好的反应器,碱度的调节是必不可少的,因为碱度的意义在于提供足量的可供中和产酸阶段生成的VFA的碱度,防止反应器内pH值的过度下降。在此反应器启动过程中,碱度是变化的,在启动初期,碱度按COD∶碱度=2/3投入,后期按COD∶碱度=1.5/3投入,这样更利于颗粒污泥的形成。
3.3 污泥颗粒化及微生物组成的研究
3.3.1 污泥颗粒化
经过多天的培养驯化后污泥的活性得到了很大的改善,现将接种培养初期与反应器启动成功后各隔室的VSS/TSS值进行对比见表1。
在启动67 d后,各格室出现了不同程度的污泥颗粒化,特别在1、2、3格室基本布满了颗粒污泥,污泥平均粒径2～3 mm,并且各格室污泥颗粒化程度不一,1号格室粒径最大,最大可达4mm,这主要是因为反应器前端有机负荷高,营养丰富,有利于菌种的生长繁殖。反应器中的颗粒污泥颜色也不一,前面1、2格室的负荷较大所以颜色呈灰色或灰白色,后面格室内的颗粒污泥颜色呈黑色。
3.3.2 微生物组成
不少学者认为ABR内主要存在两种乙酸分解菌:甲烷八叠球菌和甲烷丝状菌。甲烷八叠球菌要比甲烷丝状菌生长得快,前者的世代时间为1.5 d,后者的世代期为4 d。在乙酸浓度较高时主要以甲烷八叠球菌为主,在乙酸浓度较低时则主要以甲烷丝状菌为主。
利用电镜进行污泥表面特征及主要菌种的观察,结果表明:1、2格室以丝状菌、球菌、短杆菌为主,相互交织成网状杂以链球菌,随着格室的推移逐渐出现球菌、双球菌、八叠球菌等。同时发现在已有的颗粒污泥表面有许多空隙和洞穴,并且直径较大的1号格室的颗粒污泥表面出现了部分空腔,这是由于基质不足而引起的细胞自溶。
4 结论
(1)在25～32℃条件下,经历69 d,共三个阶段成功地启动了ABR反应器,进水COD容积负荷0.824达到3.520 kg COD/m3d,出水的各项指标COD、pH值等均未超出限度。
(2)VAF和pH随格室的变化说明,ABR反应器中存在产酸和产气相的分离。这种相的分离是促进反应器稳定高速运行的重要条件,而ABR反应器的折流板结构,正是提供了这样一种相分离所需要的工艺条件。
(3)镜检实验表明:第一格室存在大量的优势发酵细菌,并有代谢乙酸的丝状甲烷细菌,颗粒污泥中的微生物逐渐向以产甲烷细菌优势菌群过渡。反应器格室中的颗粒污泥形状各异,表面凹凸不平,存在孔隙和洞穴。颗粒较大的污泥表面有空腔出现。
(4)ABR具有良好的稳定性和抗冲击负荷能力,在改变冲击负荷时,系统能在很短的时间内达到稳定,并且去除效果良好。
摘要：在25～32℃条件下,水力停留时间为24h时,容积负荷1.02～3.52kgCOD/m3.d时,对ABR反应器进行了69d三个阶段的启动实验,ABR反应器COD的去除率达到92.4%以上,并且保持稳定,反应器启动完成。
关键词：厌氧,ABR,启动
参考文献
[1]WILLIAM PBARBER,DAVID C STUCKEY.The use of the anaerobic baffled reactor ABR for wastewater treatment:A Review[J],Watet Res,1999,33,(7):1559-1578.
折流板分离器 篇3
折流板可以改变壳程流体的流动方向, 使其垂直于管束流动, 并提高流速, 从而增加流体流动的湍流程度, 获得较好的传热效果, 本文采用CFD技术对舰船广泛应用的折流板换热器的壳程流体流动与传热性能进行数值模拟与研究, 得到了折流板换热器壳程流体的流场和温度场, 分析了不同折流板间距和不同折流板圆缺高度对管壳式换热器壳程流体流动与传热性能的影响, 为舰船折流板换热器的设计和应用提供理论基础。
1 控制方程
本文根据计算流体力学和数值传热学的基本理论, 建立折流板换热器的数学模型, 并进行数值模拟。换热器壳程流体的流动与传热问题需满足连续性方程、动量方程和能量方程三个基本控制方程:
(1) 连续性方程
(2) 动量方程
(3) 能量方程
式中u, v, w分别为x, y, z方向的速度分量, 单位m/s-1;gx, gy, gz分别为x, y, z方向的重力加速度, m/s-2, 重力影响可忽略不计;t为时间, s;cp为定压比热容, J/ (kg·K) -1;μ为流体黏度, Pa·s;λ为热导率, W/ (m·K) -1;ρ为流体密度, kg/m-3;T为温度, K;P为压力, Pa。
2 数值计算
2.1 几何模型
由于主要研究折流板间距和折流板圆缺对壳程流场和温度场的影响, 换热器壳程结构相对复杂, 文中的计算模型在保证相关物理量准确的前提下, 建立模型时作如下简化假设:
(1) 忽略折流板与换热管、折流板与筒体之间的间隙;
(2) 假设流体流动和传热过程是均一、稳定的;
(3) 对传热导致的流体物性的变化忽略不计, 如密度、黏性和比热容等;
(4) 假设筒体外壁与外界无热交换;
(5) 假设流体为牛顿流体, 不可压缩、各向同性且连续。
本文所取的换热器模型主要结构尺寸为:筒体内径D为准200mm, 筒体长度L为800mm, 采用正方形布管方式, 换热管外径为准20mm, 换热管数量为24根, 管间距为30mm, 折流板数目分别为5块、7块, 折流板间距H分别为133mm、100mm, 水平切口折流板圆缺高度分别为0.33D、0.2D、0.1D, 折流板厚度为4mm, 壳程进出口接管直径为40mm, 几何模型如图1和图2所示。
2.2 网格划分与边界条件
运用GAMBIT软件对几何模型进行网格划分和优化, 网格划分采用分块划分的方法, 采用非结构化网格划分, 在换热管壁附近对网格进行加密, 以满足计算求解的准确性要求。为了确定合适的网格数量, 对几何模型划分网格的独立性进行了分析, 分别对四种不同网格数量的模型进行了数值模拟和比较, 网格数量分别为310695、498728、681458和938754, 后两种网格所对应的进、出口压力差和平均传热系数的计算结果相差很小, 当网格数量达到68万时, 再增加网格数量对计算结果的影响可忽略不计。因此, 综合考虑计算时间和求解精度, 采用第三种网格划分方法, 网格划分如图3所示。
运用CFD软件fluent对折流板管壳式换热器模型进行数值模拟[10], 采用离散求解器, 采用稳态隐式格式求解以保证收敛的稳定性;速度-压力耦合方式采用基于交错网格的SIMPLE算法。壳程流体介质为水, 介质物性参数依据流体温度线性插值得到。假设壳程入口流体的速度均匀分布, 忽略重力影响, 壳体壁面和折流板采用不可渗透、无滑移绝热边界。设置进口边界类型为Velocity inlet (速度入口) , 回流条件的设置采用湍流强度和水利直径, 出口边界类型为outflow (自由出流) 。湍流强度I定义为相对于平均速度uavg的脉动速度u'的比值;采用经验公式进行计算:
动量、能量以及湍流参量的离散求解均采用二阶迎风格式。湍流模型采用标准的κ-ε湍流模型。采用标准化残差的方式来判断计算方程的收敛性。计算模型的残差精度分别取:连续性方程的残差为10-5, 动量方程及κ、ε方程的残差均为10-3, 能量方程的残差为10-6。
3模拟结果及分析
本文针对船用折流板管壳式换热器, 壳程进口流体初始温度为283K, 选取壳程进口速度使壳程进口雷诺数Re分别为20000、30000、40000、50000、60000、70000和80000, 换热管管壁设为恒温323K, 对不同折流板间距和不同折流板圆缺高度的管壳式换热器模型进行了数值模拟, 得到了折流板管壳式换热器壳程流体的流场和温度场。计算结果以壳程总传热系数h、总压降Δp以及单位压力损失下的传热系数[11]h/Δp作为衡量标准, 分析了不同折流板间距和不同折流板圆缺高度时管壳式换热器壳程流体的流动与传热特性, 评定不同折流板间距和不同折流板圆缺高度对管壳式换热器流动和传热性能的影响。
根据船用管壳式换热器实际进口流速的范围, 通过改变进口流速边界条件, 进行多次数值计算, 得到了不同进口雷诺数Re时换热器模型对称面XY面上的壳程流体的流场和温度场分布, 如图4、5所示。
由图4中3个流场矢量图可以看出, 截面上的流速分布很不均匀, 为了增长流动路径, 形成错流流动, 增强换热效果, 利用折流板将壳程流道分成了8个错流区。在错流区内, 由于折流板的阻挡, 壳程流体在遇到折流板时流动方向发生变化, 横向冲刷换热管束, 形成交叉流动, 流体产生围绕管束的运动, 增强了流体流动的湍流强度, 强化了换热管束的传热效果。在每块折流板的背面, 流速较低, 形成了“流动死区”。由图5可以看出, 在每块折流板的背部形成的“流动死区”温度较高, 换热管束的传热效果较差, 影响管壳式换热器的换热效果。
比较图5中不同雷诺数时的温度场分布可以发现, 随着壳程进口流速的逐渐增大, 壳程流体湍流强度逐渐增强, “流动死区”面积逐渐减小, 折流板后高温区域减少, 管壳式换热器的总传热系数增大。
根据数值模拟结果, 对换热器模型的压降变化规律与传热效果进行分析, 壳程总压降Δp随流体进口雷诺数变化的曲线如图6所示, 壳程总传热系数h随流体进口雷诺数变化的曲线如图7所示。
由图6可以看出, 随着壳程进口雷诺数的增大, 即进口流速的增大, 壳程总压降逐渐增大。在相同的壳程进口流速条件下, 计算模型的折流板间距较大时壳程总压降较小, 随着折流板圆缺高度减小, 壳程总压降逐渐增大。随着壳程进口流速的逐渐增加, 各计算模型壳程总压降也越来越大, 这是由于随着壳程进口流速的增加, 各计算模型壳程流体流速增加, 壳程流体流动的湍流强度逐渐增强, 造成折流板阻挡作用引起的沿程阻力损失增加, 从而壳程总压降增大。而折流板圆缺高度为0.1D时, 压力降随壳程流速的变化率很大, 这是由于壳程流体湍流强度很大, 折流板背面附近“流动死区”范围大, 导致沿程阻力损失很大, 从而使得壳程压力降非常明显。
由图7可以看出, 计算模型壳程传热系数随着壳程进口流速增加而增加。在相同的壳程进口流速条件下, 折流板间距为100mm、折流板圆缺高度为01D时, 壳程传热系数最大, 且壳程传热系数随壳程进口流速的变化率较大;折流板间距为133mm、折流板圆缺高度为0.33D时, 壳程传热系数最小, 且壳程传热系数随壳程进口流速的变化较小。在壳程流体流量不变的情况下, 通过适当减小折流板间距或减小折流板圆缺高度, 可以提高管壳式换热器的总传热系数, 提高换热性能。
从换热器整体性能的角度考虑, 单独通过传热系数或压降来评价换热器的性能优劣是不合理的。目前国内外大多采用单位压力损失下传热系数大小, 即h/△p作为衡量标准, 来综合评价换热器的整体性能。图8为换热器模型综合性能评价因素h/△p随进口雷诺数的变化曲线。由图8可以看出, 各个换热器模型所对应的h/△p随壳程进口流速的增加而减小。在相同壳程进口流速条件下, 折流板圆缺高度为0.1D时, h/△p较小, 折流板的圆缺高度不能设计的太小;折流板圆缺高度为0.33D时, h/△p较大。折流板圆缺高度相同的换热器模型所对应的h/△p相差不大。折流板间距为100mm和133mm、折流板圆缺高度为0.2D和0.33D的四种换热器模型所对应的h/△p相差不大, 换热器模型综合性能差不多, 因此换热器折流板间距和折流板圆缺高度在某一范围内换热器的综合性能相差不大。
4 结论
(1) 利用折流板可以将壳程流道分成几个错流区, 由于折流板的阻挡, 壳程流体在遇到折流板时流动方向发生变化, 横向冲刷换热管束, 增强了流体流动的湍流强度, 强化了换热管束的传热效果;在每块折流板的背面, 流速较低, 形成了温度较高的“流动死区”, 换热管束的传热效果较差;随着壳程进口流速的增大, 壳程流体湍流强度逐渐增强, 换热器的总传热系数增大。
(2) 随着壳程进口流速的增大, 换热器模型壳程总压降逐渐增大。在相同的壳程进口流速条件下, 计算模型的折流板间距较大时壳程总压降较小;随着折流板圆缺高度减小, 壳程总压降逐渐增大。在壳程流体流量不变的情况下, 通过适当减小折流板间距或减小折流板圆缺高度, 可以提高管壳式换热器的总传热系数, 提高换热性能。
(3) 从换热器整体性能的角度考虑, 各个换热器模型对应的单位压力损失下传热系数h/△p随壳程进口流速的增大而减小。折流板间距和圆缺高度在某一范围内变化时, 换热器的综合性能变化不大, 可结合换热器的换热性能要求选择合适的折流板间距和折流板圆缺高度。
摘要：根据流体动力学和计算传热学理论, 建立了折流板管壳式换热器计算模型, 运用CFD技术对换热器壳程流体的流动与传热问题进行了三维数值模拟, 得到了不同壳程进口雷诺数Re条件下换热器壳程流体的流场和温度场。对数值模拟结果进行分析, 以总传热系数h, 壳程总压降Δp以及单位压力损失下的传热系数h/Δp作为换热器性能的衡量标准, 分析了不同折流板间距和不同折流板圆缺高度时管壳式换热器壳程总传热系数h、总压降Δp以及h/Δp随壳程进口雷诺数的变化规律。结果表明:随着壳程进口流速的增大, 换热器壳程总传热系数和总压降增大、h/△p减小;在壳程流体流量不变的情况下, 结合单位压力损失下的传热系数h/Δp, 适当减小折流板间距或减小折流板圆缺高度, 可提高换热器的换热性能。
关键词：换热器,折流板,压降,传热,数值模拟
参考文献
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折流板分离器 篇4
1 硝基苯概述
1.1 硝基苯的主要物理性质
硝基苯又称密斑油,其外观为淡黄色透明油状液体,有苦杏味。硝基苯溶于乙醇、乙醚、苯等多数有机物,不溶于水、性能稳定。主要物理性质如下。
分子式:C6H5NO2;
分子量:123.11;
熔点:5.7℃;
闪点:87.8℃;
沸点:210.9℃;
蒸汽压:0.13 k Pa/44.4℃;
相对密度:1.20(水=1)、4.25(空气=1)。
1.2 实验室监测方法
实验室监测方法见表1。
1.3 环境标准
环境标准依据国家及行业标准TJ36-79《工业企业设计卫生标准》、GB16297-1996《大气污染物综合排放标准》、GHZB1-1999《地表水环境质量标准》、GB8978-1996《污水综合排放标准》等。
2 试验装置及试验方法
厌氧折流板反应器(ABR)是P·L·Mc Carty于1981年提出的一种新型高效厌氧反应器[2]。该反应器通过内置的竖向折流板,将反应器分隔成几个串联的反应室,每个反应室都是一个相对独立的UASB系统。运行时,污水在折流板的作用下逐个通过反应室内的污泥床层,并通过水流和产气的搅拌作用,使得进水中的底物与微生物充分接触而得以降解去除。单侧进水ABR见图1,分区进水ABR见图2。
所谓分区进水ABR,是在单侧进水ABR的基础上,改变ABR进水形式,即采用ABR各个格室同时进水的方式。与其它结构的反应器相比,分区进水ABR第一格室底物相对减小,VFA浓度降低,p H值更稳定,因而系统稳定性增强。同时,由于各个格室同时进水,使反应器第一格室的水力停留时间和细胞存活时间更长,反应器最后格室的微生物对底物吸收更充分,微生物活性增大,因而产气量增大,去除污染物的效果更佳。
试验用ABR反应器由有机玻璃制成,长、宽、高分别为408 mm、104 mm、342 mm,有效容积12 L。反应器分为4格反应室,每室由上行室和下行室组成,各主体格室顶部和底部均设有取样口。
试验用水为人工配水,以葡萄糖、尿素和磷酸二氢钾为原料,其比例为m(COD)∶m(N)∶m(p)=200∶5∶1,进水COD浓度200~400 mg/L,并投加适量微量元素。在系统稳定运行条件下(HRT=3 h),连续3天向原水中投加硝基苯,硝基苯浓度为0.48 mg/L。通过测定COD和酸化菌INT-DHA检验受硝基苯冲击的影响以及系统性能恢复情况。
3 结果与讨论
3.1 INT-DHA变化情况
分区进水及单侧进水ABR出水中INT-DHA变化见图3、图4。
图3和图4分别是单侧和分区进水ABR在受短期硝基苯冲击前一天、第一次投加硝基苯废水、第三次投加硝基苯废水以及硝基苯冲击后四周的时间段内,酸化菌INT-DHA的变化情况。从图中可以清楚地看到,第一次投加硝基苯废水后,两反应器中酸化菌INT-DHA呈直线型下降,此后的两次该值呈抛物线型下降趋势,受硝基苯冲击后的第7 d,酸化菌INT-DHA降到最低,均在21μg INTF/(mg VSS.h)以下,说明硝基苯的冲击已对系统产生严重的破坏作用。此后的两周,INT-DHA逐渐增大,反应器经历了微生物活性抑制、恢复的过程,建立了新的反应器生态系统。在接下来的第四周,INT-DHA趋于稳定,在42~84μg INTF/(mg VSS.h)之间,系统恢复正常。
3.2 TOC表征反应器系统恢复进程
单侧和分区进水ABR反应器经历了短期硝基苯冲击负荷后的性能恢复进程见图5、图6。
图5为分区进水ABR反应器在硝基苯冲击负荷前一周及冲击负荷后四周时间段内,系统去除TOC性能变化过程。由图5可知,硝基苯冲击负荷前分区进水ABR反应器各格室TOC之和在800mg/L左右,冲击负荷后的第一周,TOC浓度达到最大,为1 980.7 mg/L,这说明反应器生物系统受到硝基苯冲击的严重破坏作用,微生物大量死亡,TOC去除率降到最低,由冲击前的35.99%降为24.85%。随后的两周,反应器经历了原有微生物死亡、新微生物生长直到最终顶级群落和稳定发酵类型的形成的过程,建立了新的反应器生态系统。在接下来的第四周,系统去除TOC性能逐步趋于稳定,去除率达到33.82%。这表明在5℃左右的低温下,酸化菌仍能够迅速生长,并能产生较高的处理效果。说明温度不是酸化反应的限制因素,即酸化菌不仅可以在低温下维持较高的生物量,也能保持较的代谢能力,同时具有较强的抗短期硝基苯冲击负荷能力。
图6为在硝基苯冲击负荷前一周及冲击负荷后四周时间段内,单侧和分区进水ABR反应器第一格室去除TOC性能变化比较。由图6可知,分区进水ABR反应器第一格室TOC浓度要低于相应的单侧进水ABR反应器,分析为分区进水使得反应器后续格室底物充足所致。
4 结论
(1)当温度为5~10℃,进水COD浓度为300~400 mg/L,HRT=3 h时,反应器经硝基苯连续3 d冲击(0.48 mg/L)后,经历了原有微生物死亡、新微生物生长直到最终顶级群落和稳定发酵类型的形成的过程,建立了新的反应器生态系统。INT-DHA表征了系统的整个恢复过程。表明温度不是酸化反应的限制因素,即酸化菌不仅可以在低温下维持较高的生物量,也能保持较的代谢能力,亦即ABR反应器对低温条件下短期硝基苯冲击负荷具有较强的适应性。
(2)TOC作为目前国内外开始使用的另一个表示有机物浓度的综合指标,在硝基苯冲击负荷后其去除效率也由冲击前的35.99%降为24.85%,历时三周恢复正常,达到33.82%,证实了ABR反应器对短期硝基苯冲击负荷具有较强的适应性。
(3)由于分区进水ABR合理的进水形式,反应器内生物量提高,微生物活性增大。因此,温度对生物化学反应速度的影响不明显。亦即分区进水ABR反应器表现出了在低温下经硝基苯冲击后的快速适应性。
参考文献
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